目录1 课程设计任务书---------------------------------- 32 前言---------------------------------------------- 32.1塔设备的化工生产中的作用和地位--------------- 32.2设计方案------------------------------------- 42.3符号说明------------------------------------- 53 物料衡算---------------------------------------- 53.1进料组成------------------------------- ---- 53.2全塔物料衡算--------------------------------- 33.3相对挥发度确定------------------------------- 63.4理论塔板数和进料位置确定--------------------- 73.5实际板数和实际进料位置确定------------------- 83.6精馏塔的气液负荷----------------------------- 94 热量衡算------------------------------------------- 114.1塔顶冷却水用量------------------------------- 114.2塔釜饱和水蒸气用量--------------------------- 114.3液体平均表面张力----------------------------- 125 塔板工艺尺寸计算----------------------------------- 125.1塔径计算------------------------------------- 125.2溢流装置------------------------------------- 135.3弓形降液管宽度和截面------------------------- 155.4降液管底隙高度------------------------------- 175.5筛孔计算及其排列----------------------------- 175.6塔有效高度的计算----------------------------- 186 塔板流体力学验算----------------------------------- 196.1气相通过浮阀塔板的压强降--------------------- 196.2淹塔------------------------------------------ 206.3雾沫夹带------------------------------------- 217 塔板负荷性能图 ----------------------------------- 217.1、雾沫夹带线----------------------------------- 217.2、液泛线--------------------------------------- 227.3、液相负荷上限线------------------------------- 237.4、漏液线--------------------------------------- 237.5、液相负荷下限线------------------------------- 259 辅助设备的计算及选型 ----------------------------- 269.1、裙座------------------------------------------- 269.2、吊柱------------------------------------------- 269.3、冷凝器的选择--------------------------------- 269.3、再沸器的选择--------------------------------- 2710 计算结果列表（参考资料）---------------------------- 28 附表：性能负荷图等------------------------------------- 29第1 节设计任务书题目：苯－乙苯双组分均相混合液常压精馏塔设计。
工艺条件及数据：⑴原料液量10000kg/h，含苯57%（质量分率，下同），料液可视为理想溶液；⑵馏出液含苯95%，残液含乙苯98%；⑶泡点进料。
操作条件：⑴常压操作；⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）; ⑷冷却水进口温度25C，出口温度50C；⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。
设计成果：设计说明书一份设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图2.1 塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。
它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。
据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。
因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。
2.2设计方案本设计任务为分离苯－乙苯双组分均相混合液。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。
精馏过程的流程设计如下：如图 1 所示。
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。
操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷 凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液借助重力作用 送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了 使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的 泵,有时还要设置高位槽。
且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计设计方案简介：设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点 下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易 分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
加料方式采用直接流入塔内， 采用泡点进料，即热状态参数 q=1.0。
具体如下： 塔型的选择：本设计中采用筛板塔。
筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造 价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。
处理能力大，比同塔径的泡罩塔 可增加10〜15%。
塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右。
压降较低。
缺点是塔板 安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助 于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满 足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。
和压力表） 以测量物流的各项参数制2.3 符号说明英文字母L s —液体体积流量，m3/h A a——塔板开孔区面积，m2n——筛孔数目A f——降液管截面积，m2P——操作压力，kPaA o——筛孔区面积，m2P ——气体通过每层筛板的压降，kPaA T——塔的截面积，m2T——理论板层数C——负荷因子，无因次t——筛孔的中心距，mC20——表面张力为20mN/m 的u——空塔气速，m/sd o——筛孔直径，m D——塔径，mu o'——液体通过降液体系的速度，m/se v—液沫夹带量，kg液/kg气R——回流比V s——气体体积流量，m/sR min ——最小回流比W e——边缘无效区宽度，mH T——塔板间距，mK——稳定系数H——板式塔高度，mH d——降液管内清夜层高度，m H F——进料处塔板间距，ml w———堰长，mL h——液体体积流量，m3/hM——平均摩尔质量，kg/kmol W d——弓形降液管高度，mT——-平均温度，CW s——破沫区宽度，m g——重力加速度，m/s2 F o——筛孔气相动触因子h l——出口堰与沉降管距离，mh e ――与平板压强相当的液柱高度，m希腊字母――筛板厚度，m――液体在降液管内停留时间，sh d――与液体流过降液管压强降粘度mPa・s相当的液柱高度密度，kg/m3h f--- 板上清液高度，m――表面张力，mN/mh o ― ― 降液管的底隙高度，m h ow——堰上液层高度，m H w——出口堰高度，mL ——液相V ――气相第3节物料衡算3.1进料组成：X F5778 0 .643057 43 7810695X D78 0.962795 578 1062XW78 0.02702 10678 106原料液的平均摩尔质量：M F = 0.6430 X 78 + (1— 0.6430)X 106 = 87.9963.2全塔的物料衡算：F= D+WF X F =D X D +W X W把已知数据带入上式，得113.64=D+W 113.64X 0.6430=D X 0.9627+WX 0.0270解得：D=74.8135 Kmol/h ,W=38.8265 Kmol/h3.3相对挥发度：Lgp10000 87.9960.6430查表得苯、乙苯的安托因常数如下:A B C苯 6.023 1206.35 220.24 乙苯6.0791421.91212.93则将常压P=101.325 KPa 代入①式，即可分别求得常压下苯的沸点为 80.0488C,乙苯的沸点为136.1520^0设计塔顶温度为露点温度t i ，塔釜温度为泡点温度t N o 所以：P 0由t i 计算的苯与乙苯的气液平衡常数 Ki --应满足归一方程工Xi/Ki=1P 0由t N 计算的苯与乙苯的气液平衡常数 Ki帀应满足归一方程工KiXi=10.0270 P 苯0.9730 巳苯1101.325101.325由 X D =0.9627, X W =0.0270 计算得：塔顶 t 1=855C 塔底 t N =1329C,苯乙苯85.5C（塔顶温度）饱和蒸汽压P o KPa 119.4920.62相对挥发度a 苯-乙苯5.7994.8C（进料温度）饱和蒸汽压P o KPa 156.2428.73相对挥发度a 苯-乙苯 5.44132.9C（塔釜温度） 饱和蒸汽压P oKPa404.5192.78相对挥发度a 苯-乙苯4.36 则：全塔平均相对挥发度a 苯-乙苯= （5.79 >5.44 436） 1/3=5.163.4理论塔板数和进料板确定理论板数确定:即:0.9627 101.3250.0373 101.325R min1 X D1 X F 1 X D 1 X F=0.25, 0.9627 1 0.0270 Lg -1 0.9627 0.0270Lg5.95=4.27取回流比 R 1.5R min 1.5 0.25 0.375根据吉利兰关系式:丫=0.75-0.75双0.5668得出：N=10.9，即实际理论塔板数为11 理论进料位置确定：假设精馏段塔板数为提馏段塔板数为Ns从而得出精馏段塔板数为5,提馏段塔板数为6,理论进料板为第5板3.5实际板数和实际进料位置确定 苯、乙苯在某些温度下的粘度由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度 ，如下表:5.160.96270.64305.161 0.9627 1 0.6430LgX DN min1 X D1 X WXWLgX=R Rm R 1Y=N Nm N 1N R 则，根据krikride 经验式：N S2 0.206Z HK , F X LK ,W W N RZ LK ,FX HK ,DD计算得出‘0.68N卩顶=0.2934 X D +0.3392 (X —X D ) =0.2951 m Pa • 卩底=0.1950 XC W +0.2377 (X — X W ) = 0.2365 m Pa s 卩进料=0.2688 X F +0.3140 X —X F )=0.2849m Pa s全塔效率 E T =0.49( a^ )-0.245 =0.4618N P = ± =11/0.4618 =24 块 E T即，实际塔板数为24计算实际塔板数 精馏段N P 精山511E T0.4618提馏段N p 提-13E T 0.4618实际加料板位置在第11块3.6精馏塔的气液负荷精馏段：M 塔顶=78XX D +106 X( 1-X D ) =78X 0.9627+106 X — 0.9627) = 79.04 g/mol M 进料=78XX F +106 X( 1 — X F ) =78X 0.6430+106 X — 0.6430) = 88.0 g/mol则，精馏段平均摩尔质量M M 塔顶M 进料8352 g/mol2精馏段平均温度t 眈 5 9°890 15 C2查得 90r 时，P 苯=792.5 Kg/m 3,p 乙苯=795.2 Kg/m 3p L =792.5 X D +795.2 (1 — X D ) =792.5 0.9627+795.2 (X — 0.9627)=792.6Kg/m 3塔顶塔釜进料30.2630mPa s101.325 83.52 8.314 (273 90.15)对精馏段进行物料衡算:V (R 1)D(0.375 1) 74.8135102.87kmol/hL RD 0.375 74.8135 28.06kmol/h提馏段:M 塔底=78XX W +106 (1-X W ) =78 X 0.0270+1060.0270) = 105.24 g/mol则，提馏段平均摩尔分数 M = (M 塔底+ M 进料)=96.62 g/mol 提馏段平均温度t 1329 948113.8 C2P ' =792.5X W +795.2 (1 — X W ) =792.5X 0.0270+795.2X (1 — 0.0270)=795.13Kg/m 3,PM101.32596.622.97 Kg/m 3VRT 8.314 (273 113.8)提馏段:V' V (1 q) F 102.87kmol/h求取操作线方程 精馏段操作线方程:提馏段操作线方程:PM RT32.73 Kg/m 3V M 3600 V 102.87 83.52 3600 2.73 0.8742 m 3/ SL M 3600 L28.06 83.52 3600 792.630.0010 m / SL' L qF28.06 113.64 141.70kmol/hV M 3600v102.87 96.62 3600 2.97 0.9296 m 3/ S3600141.70 96.623600 795.130.0048 m 3/ Sy n 1RX DR 1X nR 10.273X D0.7L' Wy m1G XmGX W1.377X m 0.0102第4节热量衡算4.1塔顶冷却水用量塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t ' =810 查得苯、乙苯比热容和汽化热如下表：在塔顶855C 的汽化热丫苯=390 KJ/Kg ，丫乙苯=367 KJ/Kg ; 则，平均汽化热丫 = X D X 丫苯+ (1- X D )X 丫乙苯=389 KJ/Kg 比热容为 Cp 苯=1.92KJ/Kg.k , Cp 乙苯=1.95 KJ/Kg.k 则，平均比热容 Cp= X D X Cp 苯+ (1- X D )X Cp 乙苯=1.92馏出液 D 的质量 Q D =X D X D X M 苯 + (1- X D )X D X M 乙苯=5913.26Kg/h 回流液质量Q L =R*Q D =2217.47 Kg/h则冷凝器热负荷 Q= ( Q D +Q L )X 丫 + ( Q D +Q L )X CpXA T=(5913.26+2217.47) X 389+(5913.26+2217.47 X=3.23X 106 KJ/h水的比热容可认为 Cp 水=4.2 KJ/Kg.k 则，冷却水用量4.2塔釜饱和蒸汽用量由上表估算塔釜温度 132.9C 时汽化热丫苯=351.7 KJ/Kg ，丫乙苯=340.1 KJ/Kg 则，塔釜平均汽化热丫塔釜=X w X 丫苯+ (1- X w )X Y 乙苯=340.4 KJ/Kg 釜液的质量流量 Q W =10000-Q D =4086.74 Kg/h则，塔底再沸器的热负荷 Q 再沸器=Q w X Y 塔釜=340.4X4086.74=1.39X 106 KJ/h1.92 X(85.5-81.1)m 冷水QC p 水 ( t 出口 -t 进63.23 104.2 (50-25)43.08 10 Kg/h精馏段液体平均表面张力m（精）20.50 20.66220.58mN /m再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2（绝压），即约490KPa 查得:可近似估算5kgf/cm2下的汽化热丫蒸汽 =2115.64KJ/kg ,密度p 蒸汽=2.6169 kg/m3则，所需蒸汽4.3液体平均表面张力n由公式m X i 进行计算i 1查得苯、乙苯在某些温度下的表面张力则，由内差法求得塔顶、进料、塔釜温度下苯与乙苯的表面张力如下:进料板表面张力m a0.6430 19.48 0.3730 21.39 20.50mN/m塔顶表面张力 価 0.9627 20.60 0.0373 22.35 20.66mN/m 塔底表面张力 価 0.027 14.99 0.973 17.53 17.46mN /mm 蒸汽V 蒸汽Q 再沸器6「39 104083.43kg/h塔釜m蒸汽 密度340.4 4083431560.41m 3/h2.6169第5节塔板工艺尺寸计算:5.1塔径计算式中 D -------- 塔径m ；V s ―― 塔内气体流量 m 3/s ； u ——空塔气速m/s 。